【正文】 B──負荷上限 ， 圖中負荷上限為淹塔控制 ； C──負荷下限 ， B 與 C之比為操作彈性 ， 此值越大 ， 彈 性越好。 表 73 降液管超負荷界線數(shù)據(jù) W, m/s 0 1 2 3 Vl m3/h 根據(jù)表 73 的數(shù)據(jù)可作出降液管超負荷界線 3，見圖 71。 長江大學石油化工課程設(shè)計 第 25 頁 ΔPL=＋ ＋ ＝ 柱＜ （ Ht＋ hw）＝ （ ＋ ）= 柱， 符號要求。 FO＝ Whv?＝ ， 在 9—12 之間。 干板壓力降 ΔPd， 對 22~32 克十字架型浮閥 ： ΔPd = *(Wh*Wh/2g)*(ρv/ρl) = 柱； 表面張力的壓力降 ΔPo， 氣體克服鼓泡表面張力的壓力降 ΔPo 值很小 ， 可忽略不計。采用凹槽受液盤的塔板可不設(shè)進口堰。 溢流堰： 溢流堰長度： mDl ???? （雙溢流）； 出口堰長度： mhw ? 堰上液層高度 owh ，查《塔的工藝計算》 P136 圖 55。 根據(jù)資料選?。?mHd ? 。 計算降液管面積 ????dLd VVF： 8 8 ?????ad FF 按以上兩式計算取較大值。 各代表性塔段的汽、液負荷的計算舉例： 由熱平衡得： +=+ 所以，內(nèi)回流 或 （取內(nèi)回流分子量 M=98） 液相負荷 =； 汽相負荷 =同理，其他的熱平衡也這樣算?？梢杂谩妒蜔捴乒に噷W》圖 512 和圖 513 先換算得常壓下平衡汽化數(shù)據(jù)，再用圖 523換算成 下的平衡汽化數(shù)據(jù)。此處忽略了水分 , 若原油中含有水分，則應(yīng)按爐出口處油氣分壓下的平衡汽化曲線計算。 操作壓力 取塔頂產(chǎn)品罐壓力為 ： 。 立方平均沸點 與 中平均沸點 由《工藝計算圖表》圖 211 查得 表 43 油 品立方平均沸點與中平均沸點校正值 表 油品 立方平均沸點校正值 /℃ 校正后 t 體 /℃ 中平均沸點校正值 /℃ 校正后 t 中 /℃ 初頂油 4 常頂油 4 航空煤油 2 輕柴油 2 4 重柴油 常四線 2 特性因數(shù) 及 相對分子質(zhì)量 依相對密度與中平均沸點查《工藝計算圖表》圖 212 可得： 表 44 油 品特性因素與相對分子量 油品 初頂油 常頂油 航空煤油 輕柴油 重柴油 常四線 特性因素 K 11 相對分子質(zhì)量 95 109 152 219 265 321 平衡蒸發(fā)溫度 由恩氏蒸餾蒸餾的溫度算出恩氏蒸餾的溫差，依恩氏蒸餾曲線各段溫差查《石油化工工藝計算圖表》中圖 223 得平衡蒸發(fā)曲線相對應(yīng)各段溫差溫差，后查《石油化工工藝計算圖表》中圖224 得出 50%點的平衡蒸發(fā)曲線與恩氏蒸餾曲線的溫差，從而得出平衡蒸發(fā)曲線中 50%點的溫度，依此溫度和各段的溫差可以推算出平和蒸發(fā)曲線各點的溫度，結(jié)果如下表： 表 45 平衡蒸發(fā)曲線各點的溫度匯總表 產(chǎn)品 溫度 /℃ 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 年加工 250 萬噸原油生產(chǎn)工藝設(shè)計 第 10 頁 初頂油 77 85 90 常頂油 102 105 110 航空煤油 195 輕 柴 油 269 283 293 300 306 318 重 柴 油 351 359 376 常四線 418 臨界溫度和臨界壓力 臨界溫度 tkp，依體積平均沸點和《石油化工工藝計算圖表》中圖 211查得校正值，從而算出重量平均沸點與分子平均沸點，再查《石油化工工藝計算圖表》中圖 237 可得真假臨界溫度如下表所示。一般不允許用水沖洗的地面，通常用浸有少量煤油的棉紗插去油污。如將泵端面密封改為波紋管式 密 封，可以減少漏油污染。 ② 塔頂油水分離器排水 常減壓蒸餾裝置其初餾塔頂、常壓塔頂、減壓塔頂產(chǎn)物經(jīng) 冷后均分別進入各自的油水分離器，進行油水分離并排水。輸送 輕質(zhì) 油品管線、堿渣管線及閥門的泄漏會造成大氣污染，本裝置設(shè)計 常 壓塔頂減壓閥為緊急放空所用，放空氣體進入緊急放空罐。 污染源分析 常壓加熱爐煙氣 減壓加熱爐煙氣 圖 32 常減壓蒸餾裝置的工藝流程及污染源分布 1－電脫鹽罐； 2 一初餾塔； 3 常壓爐； 4 常壓塔； 5 汽提塔； 6穩(wěn)定塔； 7 分餾塔； 8－減壓加熱爐； 9－減壓塔 由圖 2 可知，常減壓蒸餾裝置污染源有電脫鹽排水、初頂排水、機泵冷卻水、常頂排水、減長江大學石油化工課程設(shè)計 第 7 頁 頂排水、常壓加熱爐煙氣、減壓加熱爐煙氣，所以環(huán)保工作應(yīng)圍繞這些污染源采取相應(yīng)措施。 冷卻器出口引一支路去泵進口以作重質(zhì)封油用。 常壓三線抽出，經(jīng)汽提下段汽提，油汽返回初餾塔，餾出油由泵抽出后經(jīng)冷卻至 60~75℃ 作長江大學石油化工課程設(shè)計 第 5 頁 變壓器油原料出裝置，若作輕柴則與常二合并出裝置。從初餾塔 底出來的拔頭油由泵抽出，分兩路與高溫油品換熱，換熱到 300℃ 左右再合并分四路進入常壓爐進行加熱，加熱到 346℃ 或 350℃ 進入常壓塔。原油從電脫 鹽罐出來后，進料繼續(xù)與油品換熱進入常壓塔 。煤油加氫工藝是生產(chǎn)高檔鋁軋制油最有效的工藝手段，該工藝主要是對其進行深度脫硫、脫氮和脫芳烴。常減壓蒸餾是指在常壓和 減壓條件下，根據(jù)原油中各組分的沸點不長江大學石油化工課程設(shè)計 第 3 頁 同，把原油“切割”成不同餾分的工藝過程。將常壓塔底油進行減壓蒸餾，等到的餾分視其原油性質(zhì)或加工方案不同，可以作裂化（熱裂化、催化裂化、加氫裂化等）原料或潤滑油原料油原料，也可以作為乙烯裂解原料。人們根據(jù)對所加工原油的性質(zhì)、市場對產(chǎn)品的需求、加工技術(shù)的先進性和可靠性，以及經(jīng)濟效益等諸方面的分析、制訂合理的加工方案。原油經(jīng)脫水后，進行一般性質(zhì)分析。石油中的烴類和非烴類化合物，相對分子質(zhì)量從幾十到幾千。 （ 3）燃料－化工型：除了生產(chǎn)燃料產(chǎn)品外，還生產(chǎn)化工原料和化工產(chǎn)品。一般包括預(yù)處理系統(tǒng)（原油電脫鹽）、常壓分餾系統(tǒng)、減壓分餾系統(tǒng)、注劑系統(tǒng)、輕烴回收系統(tǒng)（加工輕質(zhì)原油且達到經(jīng)濟規(guī)模時一般設(shè)置輕烴回收系統(tǒng)）等。 在應(yīng)用上，煤油餾分除用作噴氣燃料、特種溶 劑油、燈用煤油以外，還有很大一部分作為鋁軋基礎(chǔ)油使用。 主要原材料 主要原材料是阿曼原油，其屬含硫石蠟 中間基原油。冷凝水部分用泵注入揮發(fā)線，另一部分排入下水道或氣提車間。 常壓一線餾出，經(jīng)汽提上段汽提，油汽返回初餾塔，餾出油由泵 抽出先后經(jīng)冷卻至 40~45℃進入燈油沉降 罐作航煤，燈油或溶劑油出裝置。 減壓塔頂油汽、水蒸汽由 揮發(fā)線引出，分 8 支路進入 4 組間冷凝器冷卻，冷凝油水流入容器進行油水分離，未冷凝油汽被一級蒸汽真空泵抽送入 2 組間冷器，冷卻，冷凝液進入容器，未冷凝氣被二級蒸汽真空泵抽送入冷卻，冷凝液進入容器。 年加工 250 萬噸原油生產(chǎn)工藝設(shè)計 第 6 頁 圖 31 原油常減壓蒸餾裝置的工藝原則流程圖所示 塔器結(jié)構(gòu) 本裝置的主要塔器包括脫鹽罐、初餾塔、常壓塔、汽提塔 、減壓爐、減壓塔等 。 ③ 無組織排放廢氣 一般情況下含硫廢水中硫化氫及氨的氣味較大，輸送這種含 硫廢 水必須密閉，如有泄漏則毒害嚴重。由于這部分水與油品直接接觸，溶人 的 污染物較多，特別是電脫鹽罐油水分離效率不高時，這部分排水中 石 油類和 COD均較高。 ③ 機泵冷卻水 機泵冷卻水由兩部分 構(gòu)成，一部分是冷卻泵體用水，全部使用循環(huán) 冷卻后進循環(huán)水回水管網(wǎng)循環(huán)使用。 b．設(shè)備如拆卸油泵、換熱器等，需將設(shè)備內(nèi)的存油放掉進入系統(tǒng)。同理可得，常頂油： t 體 =℃；航空煤油： t 體 =℃；重柴油： t 體 =℃；常四線： t 體 =℃。在設(shè)計中可參考經(jīng)驗數(shù)據(jù)來選擇汽提蒸汽用量。氣化率為 ％時由平衡汽化曲線可知平衡溫度為tF=357186。采用兩個中段循環(huán)回流 , 一中在煤油側(cè)線與輕柴油側(cè)線之間 , 二中位于輕柴油側(cè)線與重柴油側(cè)線之間。 塔頂水蒸汽分壓為 ： = 表 511 第 20 層以下塔段的熱平衡 物料 流率， kg/h 密 度 操作條件 焓， kJ/kg 熱量， kJ/h d204 MPa ℃ 汽相 液相 入方 進料 293280 357 汽提 蒸汽 4330 370 3150 13639500 內(nèi)回流 L 合計 + 出方 常頂油 292 航空 煤油 292 輕 柴 油 52325 292 51448033 重 柴 油 317 10361676 常四線（汽） 15340 331 重 油 157917 347 水蒸氣 4330 292 2751 11911830 內(nèi)回流 292 合計 + 長江大學石油化工課程設(shè)計 第 19 頁 在此壓力下飽和水蒸汽溫度為 91℃, 故水汽不會冷凝。Wmax＝ ＝ 式中 ， Wa─塔板上氣相空間截面上的適宜氣速 ， m/s； K─安全系數(shù) ， 塔徑 、Ht 時的常壓和加壓操作的塔 ， K=； 對于直徑 或 Ht≤， 以及真空操作的塔 ， K=~(Ht 大時 K 取大值 )。 塔高的計算 H=Hd + (n2) Ht + Hb + Hf 式中 ： H──塔高 (截線到切線 )， m； Hd──塔頂空間高 (不包括頭蓋 )， m； Hb──塔底空間高 (不包括頭蓋 )， m； Ht──塔板間距 ， m； Hf──進料段高 ， m； n──實際塔板數(shù) ， 塊。 浮閥數(shù) Fh=FΦ＝ %＝ ； N=Fh/(dh)2 式中： Fh―― 閥孔總面積， m2； N―― 浮閥總數(shù)，個 ； dh―― 閥孔直徑， m 由《塔的工藝計算》 P133 的數(shù)據(jù) 且 采用十字架型浮閥（文丘里口） 可以得mdh ? ； 所以 ， N＝ ()＝ 1694。但凹槽受液盤制作較復(fù)雜，浮閥塔盤系列（ JB120673）中，塔徑從 800～ 4200 毫米的塔板均為凹槽受液盤。 故， hb=Vl/(l Wb)=( )=。 W──采用的空塔氣速 ， m/s；當 W= 時取小值 ； 當 W=Wmax 時取大值 ； μv──氣體粘度 ， 公斤秒 /m2； σL──液體表面張力 ， 105N/mm； Ht──塔板間距 ， mm； hL──塔板上液層高度 ， mm?？砂聪率接嬎?： ΔPL = ΔPt + hl + ΔPdk 式中 ： ΔPL──液相流過一層塔板所需克服的壓力降 ， mH 2O 柱 ； hl──塔板上液層高度 ， mH 2O 柱 ； Wb──降液管底緣出口處流速 ， m/s； ΔPt ──氣體通過一塊塔板的總壓力降 ， m液柱 ΔPdk──不設(shè)進口堰時液相通過降液管的壓力降 ， mH2O 柱 。設(shè)液體負荷則由《塔的工藝計算》圖 55 得到一系列數(shù)據(jù)： 表 71 霧沫夾帶線數(shù)據(jù) V1,m3/h how,m Hl,mm ,(m/s) W,m/s 100 79 200 94 300 102 400 118 600 141 800 160 1000 190 根據(jù)表 71 的數(shù)據(jù)，可作出霧沫夾帶線 1，見圖 71。 連接坐標原點 O(0， 0)及設(shè)計點 A，為將 OA線延長，自己增設(shè)一個點（ 1000， ），可得出操作線 6， 見圖 71。但也學到了許多東西，對 石油煉制工程以及 化工原理理論知識進。 操作線：設(shè)計點 A 為 計算的第 24 層塔板的點，即 Vv=， Vl=。 Vd＝ ＝ ＝ ；其中， Ks 取 ； 當 Ht≤ ， smHKV vltsd/)0 4 7 4 ()(33?????????????? ?? 式中 ： Vd──降液管內(nèi)液體流速 ， m/s； 選兩式 計算結(jié)果中的較小值，所以 Vd＝。降液管內(nèi)清液高度取決于液相流過塔板的壓力降。 霧沫夾帶 過量的霧沫夾帶會使塔板效率降低很多 ， 所以應(yīng)限制塔板的霧沫夾帶 ， 一般情況下 ， 霧沫夾帶可限制在每公斤上升氣體所夾帶的液體小于或等于 公斤。液體在降液管中的停留時間為： 長江大學石油化工課程設(shè)計 第 23 頁 sV HF l td ?????? 降液管內(nèi)流體流速 ,Vd smFVV dld / ??? 降液管底緣距塔板的高度 ： 決定 bh 的因素是既要防止沉淀物堆積或堵塞降液管，使液體順利流入下層塔板；同時又要防止上升氣體有降液管通過形成短路而破壞塔板的正常操作。同時，將凹槽受液盤和斜的或階梯式降液管結(jié)合在一起使用，能在任一操作情況下形成正渡封。 mHf ? mH ?封頭 。 塔徑圓整后其降液管面積按下式計算 mFFF Fd 2。所以 ： Wa=K計算結(jié)果與假設(shè)值相符，故認為假設(shè)是正確的。 表 57 進料在爐